某厂裂解气的组成如下

1、例 3 1 某厂裂解气的组成如下， 13.2x% 氢、37.18x% 甲烷、 30.2x% 乙烯、 9.7x%乙烷、8.4x% 丙烯和1.32x% 异丁烷。拟用C4 馏分作吸收剂，从裂解气中回收99x% 的乙烯。该吸收塔处下的气体量为100kmol / h，操作压力为4.053MPa ，平均操作温度为1.4 。试计算：（1）最小液气比；（2）操作液气比为最小液气比的1.5 倍时所需的理论板数；（3）各组分的吸收率和塔顶尾气的数量和组成；（4）塔顶应加入的吸收剂的量。解在 4.053MPa 和 1.4 下各组分的相平衡常数如下。组分氢甲烷乙烯乙烷丙烯异丁烷m3.10.720.520.150.05

2、8（1）最小液气比的计算在最小液气比下操作时，理论板数为无穷多。这时关键组分乙烯的吸收因子为A0.99L所以mA0.720.990.7128V m（2）理论板数的计算已知操作液气比为最小液气比的1.5 倍。L1.5 L1.50.71281.0692VV m在操作液气比下，乙烯的吸收因子为L1.0692A1.485mV0.72按式（ 3 14），理论板数为lg 1.4850.9910.99N19.86 18.86lg1.485图 310NH 3 在水溶液中的S进料中各组分的量塔顶尾气被吸收量组N 1 / kmol h 1吸收因吸收率1数量组成分子 AN 1/ kmol hN 1 1/ kmol

3、h 1x%氢13.200013.234.68甲37.180.34490.3412.6424.5464.48烷乙30.21.4850.999.90.30.79烯乙9.72.0580.99829.680.020.05烷丙8.47.12818.400烯异丁1.3218.4311.3200烷100100.0061.9438.06.00（4）塔顶加入的吸收剂的量塔内气的平均流率为10038.06V69.03kmol / h2塔内液体的平均流率为L0 L061.94LL0 30.97kmol / h2L因为1.0692V所以L0 30.971.0692 69.03塔顶加入的吸收剂量为L042.84kmol

4、 / h例 3 2某吸收塔有20 块实际塔板， 板效率为 20% ，在 0.507MPa 下操作， 进塔原料气温度 32，其组成为甲烷28.5x% 、乙烷 15.8x% 、丙烷 24.0 x% 、正丁烷 16.9x% 、正戊烷 14.8x% 。吸收剂可设为nC8 ，其中含有在循环中未脱完的正丁烷和正戊烷分别为2x%和 5x%，流率为原料气的 1.104 倍，温度为32 。试计算产物的流率和组成。解取每小时处理 100kmol 原料气为基准，则吸收剂的量应为110.4kmol / h 。假设吸收过程由于溶解热效应而使平均吸收温度为37 。由于现不知总吸收量，无法计算平均的液气比，故暂按式（ 3

5、16）求吸收因子进行估算。其计算结果如表3 1 所示。计算以 nC 4 为例N110.90N10则16.910.9016.91.75（ 1）组分C1C2C3nC4nC5nC8表 3 1 初步估算结果（4）（ 5）（6）（ 7）（ 2）A37（ 3） l0mN 110（8） 1（9） l NN 10.507MPal 0N 10N 1m（ 3）（/5）查列线图28.5038.50.02870.0278027.680.8215.808.050.1380.138013.622.1824.002.810.3940.394014.559.4516.92.210.8651.260.901.753.315.8

6、114.85.520.293.821.001.441.4418.880102.670.015571.51.001.441.44101.23100.0110.462.03148.37所以116.9 0.90(16.9 1.75) 3.3kmol / h故LNN 1l0 1 16.9 2.21 3.3 15.81kmol / h从初步估算得到的LN 和 V1 值，可知吸收量还是相当大的，所以，应在此基础上再算一次平均吸收因子100 62.03L均 110.4129.4kmol / h210062.03V均11081kmol / h2L129.4则1.60V均81采用平均液气比L /V 均 对吸收液

7、和尾气再进行一次计算，其结果列于表 3 2。表 3 2用平均液气比计算结果（1） （2）（ 3）（4）组分N 1l 0mC128.5038.5C 215.808.05C324.002.81nC416.92.210.865nC514.85.520.29nC80102.670.0155100.0110.4（ 5）L1V 均 m0.0420.200.571.855.54103（6）（7）（ 8）（ 9）N1101lNN100.042027.31.200.20012.643.160.55010.813.20.951.192.017.111.001.01.019.32101.61.001.01.0715

8、5.654.746虽然第二次计算的吸收量与第一次有相当大的距离，但原设定的平均温度尚未进行校核。温度校核黄素可以采用热量衡算方法进行。一般塔顶尾气的温度可取为比吸收剂进塔温度高2 : 8 ，考虑到本题中规定的吸收温度较高，吸收剂用量也较大，故初设温度差为3 ，即尾气离塔温度为35 ，然后计算各物流的焓值。结果列于表3 3。表 3 3原料气、尾气及吸收剂的焓值原料气尾气组分HHN 1HH1吸收剂hhl 0C11305437070213054354803100000C22309636610023096292880165690C33188276525431882343506167360n C4410

9、036945441422828432071146024nC55071075312051128511282435113514nC87949608012480124361923715392294972012049923895304注：焓值零点为129（饱和液体）。离塔吸收液的热量为2949720 120499238953045640000kJ / h离塔吸收液的温度用试差法求取，如表3 4。表 3 4用试差法求离塔吸收液的温度离塔吸收液组成设 t1 50设 t160组分l Nhh l Nhh lNC11.20107111284512552C23.16169455355517698C313.2184

10、1023450919916nC417.11230543947024518nC519.322740552802128870nC8101.6741003417563243514155.665408531用插入法求得505640000540853110 5757454695408531利用式（ 3 27）、式（ 329）计算各板的流率和温度4n 154.744Vn100100Ln L0Vn1V1Ln110.4 Vn154.74tnt NVN 1Vn 1 tN t057100Vn 157 3257 100 Vn 125VN 1V110054.7445.26计算结果如表 3 5。表 35各板流率和温度的

11、初步计算原料气n n 4n 3n 2n 1吸收剂Vn100.086746454.7Ln155.7141.7141.9119.7110.4( L / V )n1.8111.921.922.19V0Vn14262645.3tn325749423732下面按有效吸收因子法进一步计算。由第一板和第四板的吸收因子利用式（323）算出有效吸收因子Ae 如表 3 6。表 3 6有效吸收因子Ae 的计算组分m4m1(L /V )4(L /V )1A4A1C142.538.51.8112.190.0430.056C210.38.051.8112.190.17580.268C33.962.811.8112.190

12、.4570.77nC41.390.8651.8112.191.3032.49nC50.490.291.8112.193.707.14nC80.0360.01551.8112.1950.3139.0如果把有效吸收因子Ae 近似看做与有效吸收因子Ae 等，则式（ 3 19）可导出与式（ 313）形式相同的公式，可由理论板数N 和有效吸收因子Ae 算出（或利用图3 2）相对吸收率N 11 ，进而可求得尾气量和吸收液量。其结果见表 37。N 10要用这一次求得的流率和上次的温度分布数据，再作一次热量衡算，并用式（3 27）、式（ 3 28）和式（ 3 29）计算出各板的流率和温度，所得结果如表3 8。

13、与表 3 5 所计算的各板温度和流率比较， 差别较小， 计算可到此结束。 最后计算的尾气和吸收液的数量和组成列于表 3 9。表 3 7根据 Ae 计算出的尾气及吸收液量N11组分N 1l0Ae01lNN10C128.500.04400.04427.221.28C215.800.18800.18812.713.09C324.000.5300.5211.612.4nC416.92.211.691.310.932.416.71nC514.85.525.011.061.01.0619.26nC80102.6783.41.151.001.15101.52100.0110.456.14154.26表 38

14、第二次计算的各板流率和温度原料气n n 4n 3n 2n 1吸收剂Vn100.086.574.764.756.1Ln154.3140.8129.0119.0110.4( L / V )n1.791.892.022.14VN 1Vn13.525.335.343.9tn325749423732表 39计算结果组分Sel N1xNC10.0441.2827.220.008C20.1883.0912.710.020C30.5312.411.60.080nC41.6916.712.40.108nC55.0119.261.060.125nC883.4101.521.150.659154.2656.141.

15、000应当指出， 以上的计算是在假设塔顶尾气的温度情况下进行的， 但计算过程中并未对此温度校核。 严谨的计算方法， 应根据计算确定的各物流的流率与组成， 从塔底逐板而上作热量衡算求出各板温度， 这样求出的顶板温度与所设温度一致， 计算才能结束。 否则应重新调整所设的顶板温度，重复前述各步的计算，直到两者一致为止。这一点将在逐板法中讨论。例 3 3 试对例 32 题用逐板计算法进行计算， 并确定各板的温度和气、 液相液率。使用的吸收剂按烃油看待。解例 3 2 近似法计算所得的温度与流率的分布如表例3 3（ 1）所示。表例 3 3（ 1）已知条件近似法结果组分0 xN 1l N 1t / VL甲烷

16、28.500V032100.0乙烷15.80015786.5154.3丙烷24.00024974.70140.8正丁烷16.90.022.2134264.7129.0正戊烷14.80.055.5243756.1119.0烃油0.93102.67LN 132110.4100.01.00110.4由于各组分均为烃类，形成的溶液可看做理想溶液，利用P T K 图可查出有关的相平衡常数，并计算出相应的解吸因子如表例3 3（ 2）所示。表例 3 3（ 2）相平衡常数解吸因子组分574937S1S2S3S442甲烷43.041.540.038.523.8921.8119.7817.83乙烷10.49.68

17、.78.055.7775.0464.3033.729丙烷4.03.553.122.812.2221.8661.5431.302正丁烷1.41.21.000.8650.7770.63070.49460.4007正戊烷0.50.420.340.290.27770.22080.16820.1343烃油0.0360.02650.0196 0.01550.02000.013930.009690.00718预先计算出式（3 37a）至（ 3 37d）中的解吸因子函数，对以后的计算比较方便。计算结果如表例 3 3（ 3）所示。表例 3 3（ 3）组S41 S3S4 S4 1 S2S3S4S3 S4 S41

18、S1 S2 S3S4 S2 S3 S4 S3S4S4 1分甲18.83371.58063191800烷乙4.72920.78101.7569.6烷丙2.3024.3118.06016.39烷正丁1.4011.5991.7241.821烷正戊1.1341.1571.1621.163烷烃1.0071.0071.0071.007油利用式（ 337a）至式（ 3 37d）根据温度分布的初值来计算更接近正确值的流率分布。其中气相各组分的流率是按nSnln 确定的。逐板计算第一次迭代的第一次计算的结果如表例 3 3（ 4）所示。表例 3 3（ 4） a组l N 10( S2 S3S4S3S4 L 1) 0

19、l N 1l1x11分甲028.52298001.20.007828.62烷乙015.816072.820.018316.30烷丙024.0193.711.80.076426.22烷正丁2.2116.931.3517.220.111413.39烷正戊5.5214.822.7219.540.12645.426烷烃102.670102.67101.9600.65972.039油110.4100.0154.541.000092.00表例 3 3（ 4） b( S3S3S4 1) 1 l N 1l2x22(S41) 2lN 1l3106301.320.009028.77541.71.46388.73.

20、330.022716.8079.453.82113.014.020.095726.1660.2213.9723.6213.700.09538.6414.318.9511.8010.150.06932.2418.0616.97104.72104.000.70981.449104.13103.41146.521.000084.06138.58表例 3 3（ 4） cx333l N 1l4x44y40.010528.8428.841.530.012027.320.48870.027616.4516.453.480.027212.970.23200.100821.5621.569.370.073212

21、.190.21800.06464.4266.644.740.03701.8980.03390.05031.1726.695.900.04610.7920.01420.74621.002103.67102.950.80450.7390.01321.000073.45127.961.000055.911.0000ln上表中所列的xn 值是根据计算的， 必须xn1 。但是如果xn 是由下式计算l nlnl n其中分母 ln 是开始试算时假设的从n 板溢流的液相流率，则x 1 。其结果如表例3 3（ 5）所示。表例 3 3（ 5）计算值计算值板序假设的 L 值板序假设的 L 值ll x1154.315

22、4.51.0013129.0138.61.0742140.8146.51.0404119.0128.01.076从 x 1或者从假设的 L 值和计算的 L 值不一致，说明了假设的流率分布不是所设温度分布对应的流率分布。在缺乏适当的收敛方法时，可以采用直接迭代法。将试算所得的l 与值作为第一次迭代第二次试算的假定流率分布（以给定的温度分布进行的一组试算称为一次迭代） 。如此反复，直至流率分布稳定为止。一旦某次试算后流率分布已成定值，就必须校核假定的温度分布是否正确，因为所有的x 和都应等于1。根据算的物流组成来确定露点或泡点，将会重复出假设的温度分布而无法校核。 因此，只有作热量衡算才能确定各板

23、的温度。 其程序前已述及，这里就不再重复了。在本例中，第一次迭代的热量衡算假设了顶板的温度t4 37 ，计算以 V0 100kmol为基准。进料气 V0 、吸收剂 l N 1 与尾气 V4 的焓，计算如下V0H00H i02949720kJLN 1hN 1l N 1 hiN 1 1204992kJV4H44H i41414192kJ则L1h1V0 H 0 LN 1hN 1 V4 H 42949720 1204992 1414192 5430832 kJ相当于此焓值的底板温度通过试差确定为55.8 。在此温度下，离开第一板的气相焓由1H i1 确定，得V1H 12790728kJ作第一板的热量衡

24、算得L2h2V1H1L1h1V0H 02790728543083229497205271840 kJ经试差求得t256.1 ，在此温度下V2H 22451824kJ作第二板的热量衡算得L3h3V2H 2L2 h2V1H12451824527184027907284932936 kJ相当于此焓值的温度t351.4 。作第三板的热量衡算得L4H 44510352 kJ相应的温度t445 。因原假设t437 。与计算的t 4 值不符，故必须重算温度分布。所以改设t 4 为 44 ，重作全塔热量衡算。结果前后两次所设的t4变动了7.4 ，而 t1 的变化不到0.5（计算从略） 。故不必再作各板的热量衡

25、算，并将第二次迭代的温度分布假定为t155.6 ； t256.1 ； t351.1 t444.4下表为第一次迭代四次试算的流率分布和用上述温度分布来进行的第二次迭代计算。第三次迭代后， 温度基本不变， 所以不再作第四次迭代了。各次迭代的试算次数随着假设的温度分布接近正确的温度分布而减少。 这是由于当其温度分布变动较小时， 在该次迭代的首次试算中，所设的流分布就比较接近正确的温度分布所对应的流率分布。由于求得和第四次迭代温度分布基本不变， 则所得的流率分布和组成将会同时满足全部物料衡算和热量衡算的要求，同样所有的xn 与yn 必然等于 1。例 3 3的计算结果摘要第一迭代第二迭代第三迭代假定值试

26、算234123121L1154.3154.5153.3152.8152.7151.2151.2151.3152.3152.6L2140.8146.5146.7146.4146.4141.6140.3140.0140.9141.3L3129.0138.6140.1140.2140.1137.1136.0135.8135.1135.1L4119.0128.0130.5131.1131.2130.5129.9129.7128.8128.7V186.592.093.393.6193.6690.489.188.788.688.8V274.784.186.887.3587.4085.984.984.582

27、.982.6V364.773.477.178.3078.5679.378.878.476.676.1V456.155.957.057.5757.7159.259.259.158.157.8t15755.654.454.4t24956.151.752.2t34251.147.847.8t43744.443.342.8圆整的 x1 值第一迭代第二迭代第三迭代假定值试算 123412312甲烷0.00780.00730.00710.00710.00720.00740.00750.00760.0076乙烷0.01830.01710.01670.01660.01680.01710.01730.01770

28、.0179丙烷0.07640.07200.07040.06990.06790.06830.06880.07130.0720正丁烷0.11140.11120.11080.11070.10730.10700.10700.10850.1088正戊烷0.12640.12750.12780.12790.12780.12750.12730.12690.1268烃油0.65970.66490.66720.66780.67300.67270.67210.66810.6669圆整的 y1 值第一迭代第二迭代第三迭代假定值试算 123412312甲烷0.48870.47980.47640.47690.46250.

29、46250.46310.47060.4725乙烷0.23200.23100.23100.22990.22390.22280.22290.22530.2260丙烷0.21800.22730.23020.23120.23170.23070.23000.22630.2251正丁烷0.03390.03620.03760.03820.04860.04970.04950.04450.0434正戊烷0.01420.01350.01350.01360.07170.01760.01770.01700.0168烃油0.01320.01220.01210.01220.01620.01670.01680.01630.

30、0162如果把逐板法与例3 2 中的近似计算结果进行对此，见表3 10 和 3 11。表 310各板的温度、流率的对比理论板序近似法算法逐板法号tVLtVL15786.5154.354.488.8152.624974.7140.852.282.6141.334264.7129.047.876.1135.143756.1119.042.857.8128.7表 311尾气和吸收液组成的对比x1yN理论板序号近似法算法逐板法近似法算法逐板法C10.0080.0080.4870.473C20.0200.0180.2280.226C30.0800.0720.2020.225nC40.1080.1090.

31、0430.043nC50.1250.1270.0190.017nC80.6590.6660.0210.016图 34例 33 的计算结果例 3 4某厂催化裂化富气吸收解吸（精馏）塔的设计数据如下。（1）富气的总进料量 F 和总组成 Zi 如表 3 12 所示。表 312组分CO2 N2H 2C2C20C3C30C40C50H 2S流量4524.5124.517.346.26343.858.2749.8577Fi / kmol / h组成 zi / x%7.84.23.08.010.97.612.3 10.1 12.81.7100（ 2）进料处于气液两相状态，其中气相量di 和 bi液相量如表

32、313。组分CO2N 2H 2C1C2C20C3C4C40C50H 2Sdi / kmol / h4524.2122.8916.5443.553.9436.7547.0536.126.89.23462气相y / x%9.755.2426.63.589.4111.6510.27.815.802.00100液 bi / kmol / h1.610.762.709.0623.9522.147.20.57115相x / x%1.400.662.357.8820.819.18 41.10.5100（3）吸收剂的组成如表 3 14。（4）温度、压力条件：操作压力：98.07kPa （绝）进料温度： 40吸

33、收剂入塔温度40 ：吸收段操作平均温度45：解吸段操作平均温度：90表 314组分C4C40C50C6x%10.52078.5100（5）分离要求：丙烯吸收率： 95% ；乙烷解吸率： 85% 。试确定吸收段和解吸段所需的理论板数、塔内各气、液流率和塔底温度。假定 CO2 、 N 2 、 H 2 在吸收剂中的溶解度，以及吸收剂中C6 组分向气相的挥发都可以忽略。 C4 按丁烯1计算， C40 按正丁烷计算。解1、吸收段的计算由操作压力 p98.07kPa ， t45 ，可查得各组分的相平衡常数mi 列于表 3 15。表 3 15 各组分的相平衡常数组分C1C2C20C3C30C40C50H 2

34、 Smi2064.21.61.40.460.164.2（ 1）最小液气比L和操作液气比L 的确定VmV计算方法和吸收过程相同。当关键组分丙浠的吸收率0.95 时，丙烯的最小吸收因子C3Am0.95 ，则最小液气比C3L0.95mC0.951.6 1.52Vm3现取吸收段的平均操作液气比为最小液气比的1.5倍，则LL1.51.52 2.28VVm在此液气比下丙烯在吸收段中的平均吸收因子AL 12.281.425C V mC31.63（ 2）吸收段理论板数N 吸 和各组分的吸收率i 的确定由图 32 可查得 A1.452、0.95时，吸收段所需的理论板数为5.6 块，现到N吸6 块。由图 3 2

35、可查得此时的丙烯吸收率为0.96 。由 N吸6 和各组分的吸收因子Ai 值，可求出相应的吸收率i 。结果列于表3 16。表 316各组分的吸收率组分miAiL / VmiC1200.140.14C20.380.38C 204.20.5430.543C31.61.4250.96C301.41.630.975C40.554.15: 1.0C 400.464.96: 1.0C500.1614.2: 1.0H 2 S4.20.5430.5432、解吸段的计算在操作压力 p98.07kPa ， t90 下各组分的相平衡常数mi 列于表 3 17。表 317各组分的相平衡常数组分C1C2C20C3C30C

36、4C40C50H 2 Smi218.56.43.02.751.31.150.516在吸收段操作条件已经给定的情况下，又指定了解吸段中关键组分乙烷的解吸率VC00.85 ，此时该段的气液比和理论板数以及各组分的解吸率等参数实际上都已经L补决定，但需用试差法求解。（ 1）最小气液比V和操作气液比V 的确定LmL在最小气液比下，乙烷的解吸因子SC0C0C 00.85，则22VSC200.850.133L mmC206.4现设解吸段的平均操作气液比为V0.15L则乙烷在解吸段中的平均解吸因子VSC20mC200.15 6.4 0.96Lm（ 2）解吸段理论板数N 解 和各组分解吸率C0i 的确定由图

37、32 查得，当 S 00.96， S 00.85，解吸段的理论板数为7 块，（包括再沸CC22器）。再由各组分的解吸因子Si 和 N 7 时，可求得各组分的解吸率C0i ，结果列于表 318。表 318各组分的解吸率组分C1C2C 20C30C3C4C 40C50H 2 S3、塔中各气、液流率的计算在初步算出各组分的吸收率miSiVmi / LC0i213.151.08.51.2750.956.40.960.852.750.450.452.750.0.4130.4131.30.1950.1951.150.1720.1720.510.0770.07760.90.82i 和解吸率 C0i后，便可由

38、式（3 54）和式（ 3 55）求出各组分离开吸收段底部的量l n 。由于式中 lN 1 量已知后才计算，故必须假定加入塔顶的吸收剂量 l N 1 。现假定塔顶的吸收剂加入量l N 1750kmol / h（ 1）求各组分离开吸收段底部的量l因入塔吸收剂中含 C4 、 C40 、 C50 等组分，且含量都比较大，故采用式（3 55）求各组分的 ln 值，具体计算列于表 3 19。由表 3 19 可看出，欲求得吸收段底部各组分的液相量l n ，需先求得塔顶尾气量 VN 。（ 2）塔内其他各气、液相量的计算由式（ 347）至式（ 3 51）可知，塔内各气、液相量均为ln 的函数。所以要想计算塔内其

39、他各气、液相量，也必须首先计算出塔顶尾气量VN 。根据式（ 3 47）至（ 3 51）计算各量列于表3 20。由表 3 20 可知，塔顶尾气量VN 为VN260.140.0349VN所以260.14VN270kmol / h0.9651表 319吸收段底部各组分的液相量 l n原料中原料中吸收剂各组分吸解各组分中各组的气相收吸dibCi 0ilN 1iVN yN 1的气相分的量组分量率率1i C0 i1i C0i1iC0i量di / kmol h 1bi / kmol h 1iC0il N 1 / kmolh 122CO N45001.00000H 224.2001.00000C1122.89

40、1.610.141.020.2000C216.540.760.380.9510.3000C2043.52.700.5430.8546.2000C353.949.060.960.4598000C3036.757.050.9750.413650000.0061VNC447.0523.951.00.19564.27.59.31C4036.122.11.00.17248.23.754.530.00242VNl n / kmol h 10020.210.346.2986573.510.0061VN52.730.00242VNC5026.847.21.00.07733150162.50.0304VN195

41、.5 0.0304VNC6001.000588.75588.750588.75H 2S9.230.570.5430.529.480009.481159.57 0.03892VN总计462115750表 320塔内各气液相量单位： kmol / h吸收塔顶尾进入解吸离开解吸进入吸收剂中塔底脱乙气量段液体量段顶气体量段气体量组分烷汽油量组分的量Nn 1 lN 1lnlm 1bi l nmC0lm 1n 1ai mlWl m 1 ml N 1CO2N 200450450H 20024.2024.20C121.8121.81144.70124.50C211.0610.527.04016.740.56C

42、2048.941.685.1038.97.3C3107.0648.1102.0404.0458.96C3072.0529.866.5501.5542.25C497.460.0061VN190.0012VN66.050.0012VN7.50.0049VN78.460.0049VNC4074.830.0024VN12.9 0.00042VN490.00042VN3.750.002VN61.930.002VNC50C6H 2S总计242.7 0.0304VN 18.70.00234VN45.50.00234VN1500.028VN2240.028VN588.7500588.750588.7510.0

43、55.4614.6905.214.591274.67 0.0389VN 2080.004VN6700.004VN750260.14 0.0349V1066.8N0.0349VN将所求得的 VN 代入表 3 20 中各项，可计算出各气、液相液率Lm 11274.670.0389VN1264 kmol / hVm2.80.004VN 207kmol / hVn 16700.004VN669kmol / hLW1066.80.03892VN1057kmol / hLn1159.570.03892VN1149kmol / h4、校核因前面计算的塔内各气、液相量是在假定吸收剂用量为750kmol / h

44、 下进行的，因此必须对其可靠性进行校核。由前面的计算结果可得出，在吸收剂量为750kmol / h 条件下。（ 1）吸收段的实际平均液气比LN 1750顶部液气比2.78VN270Ln1149底部液气比Vn 16691.72L2.781.72实际平均液气比2.25V2L与题中采用的平均液气2.28 相差甚小，可认为一致。V（2）解吸段的实际平均气液比根据计算解吸段顶部实际的气液比Vm2.70.163Lm 11264设计计算时所采用的平均气液比为 0.15，两者基本相符（如需解吸段底部的气液比，则需通过热量衡算计算，此处从略） 。以上校核说明，当假设塔顶吸收剂量为750kmol / h 时，吸收

45、段的实际平均液气比和解吸段实际的气液比均与原设计计算时所采用的数值相近，因此，所设的吸收剂量是正确的，上述的计算结果是可靠的。5、塔底温度的计算由表 3 20 中 lW 一栏的数据， 可求得塔底脱乙烷汽油的组成如表321。根据泡点方程式，用试差法求塔底温度tW 。（在计算时C6 组分近似看做正庚烷） 。现设 tW115 ，列表计算结果于表 321。因Ki xi1.0002，故认为所设塔底温度正确。6、全塔物料衡算表 321塔底温度的计算流量组分1组成 xW / x%相平均常数 mimi xilW /(kmolh)C20.560.054100.54C207.30.698.05.52C358.95

46、5.594.122.9C3042.254.03.714.8C477.27.311.9514.3C4061.45.81.7510.15C5021620.420.8316.9C6588.7555.70.2111.7H 2 S4.590.4367.43.22总计1057100.00100.03根据以上计算结果，可列出全塔物料衡算于表组分CO2N2H 2C1C2C20C3C30C4C40C50C6H 2S总计表 322 全塔物料衡算流量： kmolh 1 ，组成： x%入方进料中气相进料中液相吸收剂总计塔顶尾气脱乙烷汽油总计组组流量组成流量组成流量流量流量流量组成流量成成459.75000045451

47、6.700 4524.25.24000024.224.28.970024.2122.8926.51.611.4000124.5124.546.100124.516.543.580.760.660017.316.746.20.560.05317.343.59.412.702.350046.238.914.47.30.6946.253.9411.659.067.8800634.041.558.965.596336.757.967.050.130043.81.550.5742.254.043.847.0510.223.9520.87.51.078.51.30.4877.27.3178.536.17.8122.119.183.750.561.950.550.261.45.8061.9526.85.8047.241.11502022482.9621620.422240000588.7578.5588.7500588.7555.7588.759.232.00.570.5009.85.211.934.590.4359.8462100115100750100132727010010571001327例 35在一填料吸收塔中，用水吸收空气NH 3 混合气中 NH 3 ， NH 3 在混合气中的含量为5x% ，回收率要求为